目录目录 (1)精馏塔再沸器工艺课程设计 (2)1.设计任务及设计条件 (2)2.方案论证 (2)3.估算设备尺寸 (3)4.传热系数校核 (3)5.循环流量校核 (7)6.设计结果汇总 (12)7.工艺流程图 (13)8.带控制点的工艺流程图 (13)精馏塔再沸器工艺设计1.设计任务及设计条件(1) 设计任务：精馏塔塔釜，设计一台再沸器(2) 再沸器壳层和管层的设计条件：潜热γ0=812.24kJ/kg 热导率λ=0.023W/(m•K)粘度=0.361mPa•s 密度ρ0=717.4kg/m3管层流体83℃下的物性数据：潜热γi=31227.56kJ/kg 液相热导率λi=0.112 W/(m•K)液相粘度=0.41 mPa•s 液相密度=721 kg/m3液相定压比热容=2.094kJ/(kg•K)表面张力=1.841×10-2N/m汽相粘度=0.0067 mPa•s 汽相密度=0.032 kg/m3蒸汽压曲线斜率(Δt/Δp)s=2.35×10-3m2•K/kg2.方案论证立式热虹吸再沸器是利用塔底釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环。

立式热虹吸再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。

由于结垢原因，壳层不能采用机械方法清洗，因此壳层不适宜用高黏度或较脏的加热介质，本设计中壳层介质为乙醇蒸汽，较易清洗。

3.估算设备尺寸计算热流量Φ为 )(1038.33600/100024.81215005W q b mb ⨯=⨯⨯==Φγ计算传热温差m t ∆为(11583)(8583)10.82()(11583)(8583)m t K Ln ---∆==-- 假设传热系数K=XX ，估算传热面积A p 为拟用传热管规格230⨯φ，管长L=3000m ，计算总传热管数N TN T =1006303.014.334.2840=⨯⨯=L d A pπ 若将传热管按正三角形排列，则可用N T =3a(a+1)+1，b=2a+1，D=t(b-1)+（2~3）d 0计算壳径D 为 D=32×(37-1)+3×30≈1400mm取管程进口管径Di=250mm ，出口管直径D 0=600mm 。

4.传热系数校核（1）显热段传热系数K CL 设传热管出口处汽化率xe ＝0.048，则可计算循环流量q mt ：)/(72.34048.06000s kg x q q e mb mt === ① 显热段管内表面传热系数 则计算传热管内质量流速G 为)(534.01006026.0414.34)]/([03.65534.072.342222m N di Si s m kg S q G T i mt =⨯⨯==•===π雷诺数Re 为9.41231041.003.65026.0Re 3=⨯⨯==i diGη 普朗特数为67.7112.010361.010094.2Pr 33=⨯⨯⨯==-i ipi C λη 计算显热段传热管内表面传热系数i h 为==3/13/1Pr Re 03.5i ii d h λ② 计算管外冷凝表面传热系数 计算蒸汽冷凝的质量流量q m 0为q m 0=)/(42.01024.8121038.3350s kg =⨯⨯=Φγ 计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量M 为 M=)/([0044.0100603.014.342.0200s m kg N d q T m •=⨯⨯=π 计算冷凝液膜的Re 0为Re 0=71.4810361.00044.04430=⨯⨯=-ηM 计算管外冷凝表面传热系数h 0为)]/([47.30071.48)023.081.9721)10361.0((88.175.0Re )(88.175.023/132233/13220K m W g h •=⨯⨯⨯⨯⨯⨯=⨯=--λρη其中0.75为修正因子。

③ 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧R i =1.8×10-4 m 2•K/W ，冷凝侧R 0=1.4×10-4m 2•K/W ，管壁热阻R W =4.299×10-5m 2•K/W 。

计算显热段传热系数K CL 为)]/([98.18247.3001104.1028.003.010229.4026.003.0108.1026.086.66103.0111235300000K m W h R d d R d d R d h d K m w i i i i CL •=+⨯+⨯⨯+⨯⨯+⨯=++++=--- （2）蒸发段传热系数K CE 计算传热管内釜液的质量流率G h 为G h =3600G=3600×65.03=2.34×105kg/(m 2•h)当xe=0.048时，计算Martinelli 参数Xtt 为()[]()()148.0)0067.0/41.0()721/032.0(]048.0/)048.01[(///11.05.09.01.05.09.0=-=-=v b b v xe xe Xtt ηηρρ=Xtt /11/0.148=6.76由G h =2.34×105 kg/(m 2•h)及=Xtt /1 6.76，查图3-29得a E =0.8。

当x=0.8xe=0.8×0.048=0.0384时[]()()48.5)41.0/0067.0()032.0/721()]0384.01/(0384.0[//)1/(/11.05.09.01.05.09.0=-=-=b v v b e e x x Xtt ηηρρ=Xtt /1由Gh=2.34×105 kg/(m 2•h)及=Xtt /1 5.48，查图3-29得a ´=1.0。

计算泡核沸腾修正因数a 为9.020.18.02`=+=+=a a a E 计算泡核沸腾表面传热系数h nb 为)]/([05.141)10841.1026.01012.1()1032.0721()1041.01012.334.284026.01038.3(67.7026.0112.0025.01Pr 225.0231.02633.069.037569.031.033.069.069.0K m W pd A di d h i v b b b p i b nb •=⨯⨯⨯-⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛Φ⨯⨯⨯=--σρρηγλ计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数h i)/([21.16967.7)]0384.01(9.4123)[026.0/112.0(03.5Pr )]1)[Re(/(03.523/13/13/13/1K m W x d h i b i •=-=-=λ计算对流沸腾因子F tp 为19.848.55.3)/1(5.35.05.0=⨯==Xtt Ftp计算两相对流表面传热系数h tp)]/([65.138621.16991.82K m W h F h i tp tp •=⨯==计算沸腾传热膜系数为)/([59.151305.1419.065.13862K m W ah h h nb tp iE •=⨯+=+=计算蒸发段传热系数K CE 为)]/([01.22347.3001104.1028.003.010299.4026.003.0108.1026.059.151303.0111245400000K m W h R d d R d d R d h d K m w i i i i CE •=+⨯+⨯⨯+⨯⨯+⨯=++++=--- （3）显热段和蒸发段长度 计算显热段的长度L BC 与传热管总长L 的比值为431.0]72.34721094.282.1098.1821006026.014.31035.2/[1035.2])/[()/(33=⨯⨯⨯⨯⨯⨯+⨯⨯=∆+∆∆∆∆=--mtb pi CL T i s s BC q C tm K N d p t p t L L ρπ （4）平均传热系数 计算传热系数K C 为)]/([75.20537.101.2333.198.1822K m W L L K L K K CD CE BC LC C •=⨯+⨯=+= 需要传热面积为A C =)(02.152)82.1075.205/(1038.3)/(25m tm K C =⨯⨯=∆Φ（5）面积裕度 实际传热面积A=3.14×0.03×3×1006=284.34(m 2)H=（A-A C ）/A=(284.34-152.02)/28.34=46.5％该再沸器的传热面积合适。

5.循环流量校核（1）循环推动力 当==3/xe x 0.016时，计算Martinelli 参数Xtt 为[]41.0)0067.0/41.0()721/032.0(]016.0/)016.01[()/()/(/)1(1.05.09.01.05.09.0=-=-=v b b v x x Xtt ηηρρ计算两相流的液相分率R L()131.0)141.02141.0(41.01215.025.02=+⨯+=++=Xtt Xtt XttR L 计算==3/xe x 0.016处的两相流平均密度p t ρ为p t ρ=)/(5.94131.0721)131.01(0032.0)1(3m kg R R L b L v =⨯+-=+-ρρ当x=x e =0.048时，计算Martinelli 参数Xtt 为[]76.6)0067.0/41.0()721/032.0(]048.0/)048.01[()/()/(/)1(1.05.09.01.05.09.0=-=-=v b b v x x Xtt ηηρρ计算两相流的液相分率R L 为()492.0)176.62176.6(76.61215.025.02=+⨯+=++=Xtt Xtt XttR L 计算x=x e =0.048处的两相流平均密度ρpt 为)/(9.354131.0721)131.01(0032.0)1(3m kg R R L b L v pt =⨯+-=+-=ρρρ参照表3-19并根据焊接需要取=l 1.26，于是可计算循环推动力D p ∆)(02.610481.9]9.35426.1)5.94721(7.1[])([Pa g l L p p t p t b CD D =⨯⨯--=--=∆ρρρ（2）循环阻力① 管程进口管阻力1p ∆的计算 计算釜液在管程进口管内的质量流速G 为)]/([71.70725.0414.372.344222s m kg Di q G mt•=⨯=⨯=π计算釜液在进口管内的流动雷诺数R ei 为431533)1041.0/(71.70725.0/3=⨯⨯==-b i ei G D R η计算进口管长度与局部阻力当量长度Li 为)(30.29)1914.00254.0/25.0(3426.0)0254.0/25.0()1914.00254.0/(3426.0)0254.0/(22m D D L i i i =-=-= 计算进口管内流体流动的摩擦系数i λ为018.0431*******.001227.07543.001227.038.038.0=+=+=eiR i λ 计算管程进口管阻力1p ∆1p ∆=)(23.721721271.70725.030.29018.0222Pa G D L b i i i =⨯⨯⨯=⨯ρλ ②传热管显热段阻力 计算釜液在传热管内的质量流速G 为)/(03.65)1006026.0414.3/(72.34)4/(322s m kg N d q G T i mt •=⨯⨯==π计算釜液在传热管内流动时的雷诺数Re 为 Re=9.41231041.003.65026.03=⨯⨯=-b i Gd η 计算进口管内流体流动的摩擦系数λ为044.09.41237543.001227.0Re 7543.001227.038.038.0=+=+=λ 计算传热管显热段阻力2p ∆为)(44.6721203.65026.03.1044.022Pa G di L p b BC =⨯⨯⨯=⨯=∆ρλ ③ 传热管蒸发段阻力03.65)1006026.0414.3/(72.34)4/(22=⨯⨯==T i mt N d q G π 计算汽相在传热管内的质量流速G V 为G V=xG =（2×0.048/3）×65.03=2.08[kg/(m 2•s)计算汽相在传热管内的流动雷诺数Re v 为46.8075100067.008.2026.0Re 3=⨯⨯==-v vi v G d η 计算传热管汽相流动的摩擦系数v λ为037.046.80757543.001227.0Re 7543.001227.038.038.0=+=+=vv λ 计算传热管内气相流动阻力ΔΡV3为 )(26.164032.0208.2026.07.1037.02223Pa G d L p v v i CD v v =⨯⨯⨯=⨯=∆ρλ 液相流动阻力3L p ∆的计算，计算液相在传热管内的质量流速G L 为G L =G-G V =65.03-2.08=62.95[kg/(m 2•s)]计算液相在传热管内的流动雷诺数R eL 为 94.39911041.095.62026.0Re 3=⨯⨯==-b Li L G d η 计算传热管内的液相摩擦系数L λ为045.094.39917543.001227.0Re 7543.001227.038.038.0=+=+=Lv λ计算传热管内的液相流动阻力3L p ∆为)(04.8721295.62026.07.1045.0223Pa G d L p b L i CD v L =⨯⨯⨯=⨯=∆ρλ 计算传热管内两相流动阻力3p ∆为)(76.767)04.826.164()(44/14/144/134/133Pa p p p L v =+=∆+∆=∆④ 管程内因动量变化引起的阻力 管程内流动的质量流速G=XX ，计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数ξ为07.103)492.01048.0(032.0721492.0)048.01(1)1()1(2222=-+-=--+-=L e v b L e R x R x ρρξ 计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力4p ∆为 )(57.604721/07.10303.65/24Pa G p b =⨯==∆ρξ⑤ 管程出口阻力 计算管程出口管中汽、液总质量流速G 为 G=)]/([87.1226.0414.372.344222s m kg D q i mt•=⨯=π计算管程出口表中汽相质量流速G V 为G V )]/([898.587.122048.02s m kg G x e •=⨯==计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l '为m Di Di l 51.69)1914.00254.0/6.0(3426.0)0254.0/6.0()1914.00254.0/(3426.0)0254.0/(22=-=-=' 计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数Re V 为84.528144100067.0898.5026.0Re 3=⨯⨯==-v vi v G d η 计算管程出口管汽相流动的摩擦系数V λ为017.084.5281447543.001227.0Re 7543.001227.038.038.0=+=+=vV λ 计算管程出口管汽相流动阻力5V p ∆为第 11 页 共 13 页)(23.1090032.02898.5026.051.69017.025Pa G d l p v v i vV =⨯⨯⨯=⨯'=∆ρλ 计算管程出口管中液相质量流速G L 为 G L =v G G -=122.87-5.898=116.97[kg/(m 2•s)] 计算管程出口管中液相流动雷诺数R eL 为 R eL 75.1711741041.097.116026.03=⨯⨯==-bLi G d η 计算管程出口管中液相流动摩擦系数为L λ02.075.1711747543.001227.0Re 7543.001227.038.038.0=+=+=LL λ 计算管程出口液相流动阻力为5L p ∆为)(00.22721297.116026.051.6902.02225Pa G d l p b L i L L =⨯⨯⨯=⨯'⨯=∆ρλ计算管程出口管中两相流动阻力5p ∆为)(46.3918)00.2223.1090()(44/14/144/154/155Pa p p p =+=∆+∆=∆计算循环阻力f p ∆为)(46.601846.391857.60476.6744.623.72154321Pa p p p p p p f =++++=∆+∆+∆+∆+∆=∆循环推动力D p ∆与循环阻力f p ∆的比值为==∆∆46.6018/02.6104/f D p p 1.01循环推动力D p ∆略大于循环阻力f p ∆，说明所设的出口汽化率=e x 0.048基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。